制氢装置原料脱硫工艺教材

制氢装置原料脱硫工艺教材

以天然气（包括油田气）或轻油气为原料的大型制氢装

置，用烽类蒸汽转化法制氢气的工艺特点之一是大量使用各

种催化剂，如蒸汽转化、一氧化碳的高低温变换和甲烷化等,

即全流程的大多数工序都要使用催化剂，共7〜8种之多（包

括脱硫催化剂）。所有这些催化剂中，硫和硫化物差不多全

是它们的毒物；转化催化剂和低变催化剂等对硫化物尤其敏

感，少量硫化物就使这些催化剂中毒，使其活性急剧下降，

甚至完全丧失。因此，为保护催化剂和稳定生产，原料燃中

的硫化物必须脱除到允许浓度以下（当然越低越好），本装

置工艺要求将石脑油和干气中的硫浓度脱除至0.2ppm（重

量）以下。

用作制氢原料的各种气、液态烽，如干气、天然气、油

田伴生气、液化石油气以及各种僧程的轻油（石脑油），其

硫含量和硫化物的种类各不相同，还相差很大，主要决定其

产地和加工炼制过程中储份的切割（即储程），石脑油的硫

含量一般随储点的升高而增大。

1.含硫化物的分类和性质

烧类物质如干气、天然气、石脑油等，其所含硫化物的

种类很多，按硫化物的结构和性质分为两大类：无机硫化物

和有机硫化物，通常简称无机硫和有机硫。无机硫主要是硫

化氢（H2S）,有机硫的种类相当复杂，如硫醇（RSH）、硫

醴（RSR'）、二硫化物（RSSR'）、口塞吩（C4H4S）及其同

系物、以及二硫化碳（CS2）、硫氧化碳（COS）等均属有机

硫化物。

按硫化物的化学性质来分，可分为活性硫化物和非活性

硫化物，或称为反应性硫化物和非反应性硫化物。硫化氢以

及部分硫醇等硫化物，化学性质比较活泼，可以和碱性物质

以及某些金属物质起反应，因此这类硫化物易于脱除。大部

分有机硫化物属于非反应硫化物，其热稳定性很高，化学性

质很不活泼，因此很难直接加以脱除。

2.脱硫方法的选择

2.1脱硫方法

目前工业上使用的脱硫方法很多，通常分为两大类，即

干法脱硫和湿法脱硫。而本单元使用的石脑油蒸储法脱硫显

然既非湿法亦非干法，是一种特殊的脱硫方法。

2.1.1湿法脱硫

湿法脱硫是使用一种适当的有机或无机溶剂将烽类中

的无机硫（H2S）和某些反应性有机硫加以吸收。在湿法脱

硫中，因吸收剂吸收硫化物的过程性质不同，分为物理吸收

法、化学吸收法以及物理一化学混合吸收法。

物理吸收法是基于吸收剂对硫化物的物理溶解作用来

脱除硫化物的方法，在该法脱硫过程中无化学反应或化学反

应不占重要地位，用甲醇作吸收剂在较低温度下洗涤、脱除

硫化氢气体的方法是物理吸收法的典型代表。

在化学吸收法脱硫过程中发生化学反应，按化学反应特

点可分为中和法和湿式氧化法两种。用烷基醇（如一乙醇胺

（MEA）、二乙醇胺（DEA）等）或碳酸盐（如碳酸钠、碳

钾等）以及氨水作吸收剂，都是用碱性溶液来吸收酸性气体,

即采用酸碱中和法，湿式氧化法和中和法基本相似，仅在湿

式氧化法液相中进行着一系列氧化还原反应，如氨水液相催

化法、改良碎碱法、改良ADA法等。

物理一化学混合吸收法兼有上述二法的特点，即吸

收过程既有物理过程，也有化学过程，例如用环丁飒和烷基

醇胺的混合水溶液来吸收硫化氢的方法即为该法的典型代

表。

2.1.2干法脱硫

干法脱硫主要用来脱除硫化物浓度较少、且主要是无机

硫的原料，硫化氢及少量反应性有机硫被吸收剂直接吸收或

吸附，其过程类似于通常的多相催化过程。例如活性炭吸附

法、镐矿石法、氧化铁法和氧化锌法等等。与湿法脱硫相比,

干法具有流程和设备结构简单、脱硫精度（特别是氧化锌法）

较高等特点，但干法脱硫剂的硫容一般较小，且多数不能或

不易再生使用。

2.2脱硫方法的选择

选择脱硫方法的依据和基础是什么？主要是：原料煌类

的性质，硫化物的浓度和种类。

本单元以石脑油或干气造氢气，在常温下，石脑油为液

态，干点温度常在200℃以上。而在一般的湿法脱硫的工艺

过程中，操作温度低于200℃,很显然，湿法不适用于液态

石脑油的脱硫。本装置在预脱硫阶段采用蒸储法（以及气液

分离）来脱除大部分H2S,是一种特殊的脱硫方法，它适用

于液态煌类的初步脱硫，其原理主要基于硫化氢在石脑油中

的溶解度随温度的升高而减小，用升温和汽提的方法来脱除

石脑油中的H2S。

选择脱硫方法的主要依据和基础是煌类原料中的硫化

物浓度和种类。

硫化物浓度较高，且其主要成分为无机硫（H2S）,则通

常选用先湿法初脱，然后再干法精脱的组合工艺流程，例如

国内的泸天化即采用这一工艺流程（其原料天然气中硫化物

浓度达500Ppm以上），先用MEA溶液初脱，再用氧化锌精

脱。当硫化物浓度较低时，则仅用干法一步脱硫。

硫化物种类是选择脱硫方法和工艺过程的重要因素。当

硫化物中有较大量有机硫化物时，则必须先经过有机硫转化

为无机硫的过程，才能最后以干法脱硫。烧类的过程中有机

硫经过固相催化反应，加氢转化为无机硫的过程一般必不可

少的一步，即使在有机硫含量很少的情况下，通常也需在氧

化锌脱硫槽的入口端装填一定量的加氢转化催化剂。将少量

有机硫转化为无机硫，然后再进入氧化锌床层。

以干气为原料的制氢装置，原料燃的脱硫工艺过程有以下

两利绝热循环氢钻（Co）一铝（Mo）加氢有机硫转化+氧

化锌吸收法精脱；等温绝热钻（Co）一铝（Mo）加氢有机

硫转化+氧化锌吸收。

以石脑油为原料的大型制氢装置，一般采用两步法脱

硫，即预脱硫和终脱硫，在预脱硫部分，石脑油在Co-Mo

加氢触媒转化催化剂上进行第一次转化绝大部分有机硫转

化为无机硫，然后经过用气液分离法和石脑油蒸储法将绝大

部分H2s脱除。在终脱硫部分，石脑油经第二次加氢转化，

有机硫全部转化为无机硫，最后以氧化锌吸收剂加以精脱，

残余硫含量降低至0.2ppm以下。

石脑油的脱硫为什么要分两部进行？主要原因石脑油

中硫含量较高，如一步完成，则氧化锌吸收剂的用量将很多,

设备庞大，投资大，且更换周期缩短，操作和管理费用也将

增大。根据经济核算和生产经验，石脑油中硫含量降至

100Ppm以下时，则停运预脱硫（即改为一步脱硫），技术上

和经济上都是可行的。

以干气为原料的制氢装置，一般采用加氢有机硫转化+

氧化锌吸收。干气经加氢转化，有机硫全部转化为无机硫，

最后以氧化锌吸收剂加以精脱，残余硫含量降低至0.2ppm

以下。

由上面的叙述可知，一般脱硫过程是由两部分组成的，

即有机硫的加氢转化和硫化氢的脱除，下面分别加以介绍。

3.有机硫的加氢转化

上面已经介绍过，绝大部分有机硫均属于非反应性硫化

物，其热稳定性很强。化学性质不活泼，不可能用加热分解

或使用一般的吸收剂直接脱除，而必须首先将其转化为无机

硫，然后再将其脱除。

3.1加氢转化工艺原理

在一定的温度、压力下，在转化催化剂的参与下，有机

硫与H2反应，转化为无机硫一H2S。可用以下反应方程式来

表示有机硫的加氢转化过程：

硫醇类：RSH+H2=RH+H2s

硫酸类：RSR'+2在=RH+R'H+H2s

二硫化物类：RSSR'+3玲=RH+R'H+2H2s

睡吩类：C4H4S+4H2=C4H10+2H2s

硫氧化碳：COS+H2=CO+H2S

二硫化碳：CS2+4H2s=CH4+2H2s

以上反应式中的R、R'各代表各种煌基。

以上反应都是放热反应，且热效应都比较大，但因硫化

物在烽类原料中的浓度毕竟很低，因此在催化剂床层中不会

造成明显的温升。

在有机硫的加氢转化过程中除了发生上述反应外，还可

能发生一些副反应，例如当干气或石脑油中含有一些不饱和

崎（如烯烧）则会发生不饱和烧的加氢饱和反应，这对改善

下游转化工序的操作条件是有利的；另外，当加氢气体含有

碳氧化物（CO、co2）时，则会发生甲烷化反应。加氢饱和

反应和甲烷化反应都是强放热反应，如反应物浓度较大，则

可能在催化剂床层造成明显的温升。除此之外，烧类物质还

可能在一定条件下发生热裂解和催化裂解而造成析碳。上述

这些反应在后面的有关部分还要加以叙述和讨论。

3.2影响因素和工艺条件的选择

3.2.1温度

有机硫加氢转化反应是放热反应，但在较高温度下反应

平衡常数仍较大，因此，提高温度对反应平衡影响不大，而

反应速度则随温度的提高而增大，另外，加氢转化催化剂的

起始活性温度较高，一般约控制在350〜390℃。据资料介绍,

温度对加氢转化反应速度的影响并非呈直线关系，当温度低

于350℃时，提高反应温度可明显提高反应速度，但当温度

提至370c以上时，继续提温的效果已不明显。由此可见，

温度过高是没有必要的，而且理论研究和生产实践都证明，

温度过高是有害的。据资料介绍，当温度超过400℃时，原

料烽可能在加氢转化催化剂上发生聚合和结焦反应，这一点

对于石脑油比天然气更重要，因为高级煌更易发生聚合结

焦、析碳反应。因此，天然气的加氢转化温度可以略高于石

脑油，但一般也不应高于400℃。据资料介绍，当温度超过

430c时，还可能促进烽类的热裂解和加氢热裂解，从而发

生析碳反应，例如可发生下列反应：

C2H4=2C+2H2

H2+C2H6=2CH4

这些都是强放热反应，如果这些反应大量发生，则可能

出现催化剂床层的温度飞升，从而酿成催化剂和设备的运行

事故，析碳和结焦反应的结果还会大大降低催化剂活性和增

大床层阻力，降低有机硫的转化率。

由此可见，加氢转化温度应严格控制，特别是当原料中

烯燃较高，或加氢气体中含较多碳氧化物时，反应的起始温

度应控制得低一些。

322压力

提高压力可以加大加氢转化反应速度，反应速度约与压

力的0.5-0.6次方成正比，同时，提高压力，可以在一定程

度上抑制结焦反应的发生，有利于保护催化剂的活性和延长

其使用寿命。

3.2.3氢油比

在有机硫的加氢转化过程中，必须始终保持足够的氢油

比，或者叫氢分压，亦即保持反应物系中的氢浓度。因为氢

浓度对反应的影响很大，它既影响反应平衡，又影响反应速

度。在所有情况下，提高氢浓度，既有利于反应平衡，又可

提高反应速度，另外还可抑制结焦、析碳反应的发生。

在反应物系中，氢分压和炫分压是相互关联的，氢分压

提高，则煌分压降低，反之，氢分压降低，则煌分压提高。

当反应物系中，氢分压降低，燃分压升高，由于煌的强吸附

作用，催化剂被用来促进氢和有机硫转化反应的表面分率将

相对降低，即抑制了有机硫的加氢转化反应。这种抑制作用

的强弱与原料燃的种类有关，烧的分子量愈大，抑制作用愈

强。

反应物系中的氢浓度可以用氢分压表示，即在一定总压

下，H2压力的分率；也可以用氢油比来表示，它表示单位重

33

量石脑油所加入的H2气量，单位为NmH2/T油或NmH2/kg

油。一般说石脑油中的有机硫比气态燃含量高，因此，反应

物系中的氢浓度亦应较高，氢油比一般控制范围为50-100

Nm3H2/T油，一般情况下不得低于50Nm3H2/T油。终脱硫

部分的二次加氢转化，其氢油比应较预脱硫的一次加氢转化

高一些，这不仅是为了确保二次加氢转化的彻底性，还是为

下游工序即一段蒸汽转化准备优良条件，因为氢分压的提高

有利于一段炉管上部的蒸汽转化和抑制结碳。实践证明，预

脱硫部分的氢油比也不能过高，否则会增加加氢气体带走石

脑油轻组分而增大损失，一般仅要求比低限氢油比有20%左

右的裕度即可（约60Nm3H2/T油左右）。

3.2.4原料烧和加氢气体的组成

原料燃和加氢气体的组成也是影响有机硫加氢转化的

重要因素之一。

3.2.4.1原料煌的组成和质量

原料燃中的H2s浓度过高，可能降低有机硫的加氢转化

的反应速度，因此在处理H2s浓度过高的原料燃时，在加氢

转化前往往要先进行H2s的脱除，这就是某些原料天然气在

加氢转化前用湿法脱除H2s的道理所在。

石脑油的质量指标主要有：游离氧浓度、胶质含量以及

不饱和烧如烯煌等的含量。

石脑油在炼制、输送和贮运过程中，可能溶解有少量游

离氧在加热和催化反应过程中，可能发生某些氧化反应，特

别是与石脑油中的某些胶质化合，极易发生聚合结焦、结碳;

这些胶质的聚合物可能在换热器的低温区沉积，造成系统压

差上升，还可能在加热盘管内结碳而使传热恶化、管壁温度

异常升高，从而降低盘管使用寿命，甚至发生恶性爆管事故;

还可能在催化剂床层结焦、结碳，使床层阻力上升，催化剂

活性下降，有机硫转化率降低。因此，石脑油在加氢转化之

前的脱氧操作是不可或缺的步骤，脱氧塔必须有足够的气提

气量（气量过大也无必要，且会增加石脑油的损耗），要确

保脱氧塔内填料层气、液分布均匀，流动性良好，以提高脱

氧效率。

石脑油中胶质含量越低越好，胶质含量高，再加上存在

游离氧，更易发生上述不良现象和后果，一般要求石脑油的

胶质含量低于10〜15mg/l。

石脑油中的烯燃含量过高，则可能由于加氢饱和反应的

强放热反应而发生催化剂床层的异常温升，甚至酿成事故。

另外，如加氢饱和作用不完全，则过多的烯煌将对蒸汽转化

催化剂产生裂解结碳的危害。

3.2A.2预脱硫、终脱硫和干气脱硫加氢气体一般来自循环压

缩机。

加氢气体中的碳氧化物浓度应严格控制，碳氧化物（CO、

CO2）浓度高，一方面可能因甲烷化反应而超温，另一方面,

碳氧化物也会吸附在催化剂的活性中心上，从而使有机硫加

氢转化催化剂的有效活性表面和中心相对减少，从而降低催

化剂活性和转化效率。

3.3加氢转化催化剂

许多金属的氧化物和硫化物对有机硫的加氢转化反应

都有催化活性，目前制氢装置使用的主要有钻（Co）一铝

（Mo）催化剂、银（Ni）—铝催化剂和铁（Fe）一铝催化剂

等几种，尤以钻一铝催化剂使用最广泛。钻一铝催化剂在加

氢气体中碳氧化物很低时，其加氢转化活性高于银一铝催化

剂，但后者的抗碳氧化物能力和脱珅（As）能力高于前者（碑

容大）。

硫化态的钻一铝对有机硫的加氢转化活性大于氧化态

（二者活性之比约为2：1）,因此，钻一铝催化剂在投用之

初最好要进行预硫化操作，即用含硫化物（CS2）通过催化

剂床层，使氧化钻和氧化铝转化为硫化钻和硫化铝（部分转

化）。硫化态钻一铝催化剂不仅活性高，而且可在一定程度

上抑制甲烷化反应的发生。对本工艺来说，投用初期也可省

略预硫化的独立操作。因在开车之初，脱硫系统总是处于自

身不断循环之中，以完成系统升温和建立正常工艺状况，当

出口石脑油中的硫含量达到指标后才送往下游工序，这一阶

段内实际上是利用了含硫工艺气（石脑油和加氢气体）对催

化剂进行预硫化处理，故无需单独安排预硫化操作，也无需

外加硫化物。

催化剂长时间在高温下运行，不可避免地出现热老化现

象，即催化剂随着运行时间的延长，会逐渐衰老而导致活性

下降，其原因是长时间的高温使催化剂晶体发生变化和长大

（活性表面和活性中心数减少）的结果。催化剂的热老化虽

然是不可完全避免和抗拒的，但操作条件的合理控制可以延

缓衰老的进程，从而提高其活性、稳定性和使用寿命。因此,

新催化剂使用初期，可将操作温度控制的稍微低一些，随着

运行时间的积累，操作温度适当提高，例如钻一铝加氢转化

催化剂使用初期的温度可控制在350C左右。

一些物质使钻一电目催化剂发生“中毒”而活性下降，例

如神、铅等重金属可使钻一铝催化剂发生永久中毒，而银一

铝触媒的碑容比钻一钥大得多，所以可在钻一铝加氢转化反

应器前设置银一铝脱碑槽。另外一些物质可使钻一铝催化剂

发生暂时中毒，例如前面介绍的加氢气体中的碳氧化物，由

于它们的吸附作用使有效活性中心减少，活性下降；但当原

料气中的上述毒物消失时，催化剂的活性可得以恢复，所以

称为暂时中毒。

由于烽类的裂解、或由于石脑油中胶质在高温下的氧化

结焦，钻一铝催化剂床层（特别是床层顶部）会逐渐出现结

焦、结碳；原料燃质量下降或反应温度控制不当，这种结焦、

结碳现象将更严重。其结果是由于碳黑、聚焦等物质包裹催

化剂颗粒表面，或堵塞微孔，催化剂活性下降，床层阻力上

升，转化率下降。严格控制原料燃的质量管理、严格控制工

艺操作条件，是杜绝和减少事故发生的根本途径。当床层发

生结焦、结碳后可用蒸汽（或N2）和空气混合物进行烧碳处

理；或更换床层部分催化剂；当上述措施的结果不明显时，

则只有更换全部催化剂。

4.硫化氢的脱除

4.1石脑油脱硫

上述有机硫的加氢转化操作，仅仅使硫化物的形态发生

了变化，即由有机硫转化为无机硫——H2S,但H2s仍存在

于原料燃中而并未脱除。脱除H2s的方法很多，本装置石脑

油脱硫采用两种方法，即在预脱硫采用加氢转化物理汽提

（包括气、液分离），在终脱硫部分或干气脱硫部分采用化

学吸收法一一ZnO吸收法，后者的脱硫精度比前者大得多，

可使石脑油的脱硫达到工艺要求。

4.L1H2s脱除的工艺原理

4.1.1.1预脱硫部分

在预脱硫阶段石脑油经过第一次加氢转化后，绝大部分

有机硫转变成H2S,脱除H2s采取两个方法，首先是用气、

液分离的方法，使大部分H2s随加氢气体排出，后通过物理

汽提一一蒸储法，将另一部分H2s加以脱除。

离开加氢转化反应器（D1101）的石脑油蒸汽和加氢气

体，冷却至接近常温（40-45℃）,石脑油几乎全部液化，而

大部分H2s和加氢气体在气、液分离器（D1102）中与石脑

油分离，从而将石脑油的大部分H2s脱除了。

但仍有小部分H2s溶解在石脑油中，因为石脑油中芳煌

是H2s很好的溶剂，解吸和分离出这一部分H2S,采用了典

型的蒸储过程。汽提塔（蒸储塔）是一座板式塔，内有25

块浮阀塔板。溶解有H2S的石脑油经预热后，从第17块塔

板进入塔内，塔外设有以中压蒸汽为热源的再沸器（E1105）

将塔底石脑油加热后部分汽化，石脑油蒸汽（以及解吸出的

H2s等气体），自下而上流经一块块浮阀塔板，与下降的进料

石脑油逆流接触，同时进行传热和传质过程，进料石脑油中

的轻组分以及溶解其中的H2s等气体不断汽化和解吸，而上

升气相中相对较重组分的石脑油蒸汽则同时冷凝，这种同时

冷凝和汽化（包括H2s的解吸）过程在每块塔板上不断反复

进行；离开下塔（提留段）的气相储分即石脑油轻组份蒸汽

和H2S等气体进入上塔（蒸储段），而到达塔底的石脑油中

的H2s绝大部分已经解吸，出塔经冷却后成为合格的预脱硫

石脑油。气相储份在精蒸储段内的8块浮阀塔盘上与塔顶回

流液逆流接触，在每块塔板上同时进行冷凝和汽化的传热、

传质过程；对于石脑油来说，上塔进行的是全回流蒸储（塔

顶无石脑油产品），仅将气相中不冷凝的H2s和其他气体分

离排出，从而完成石脑油的预脱硫任务；塔顶气相储分经冷

却冷凝后的液相石脑油（轻组分）全部返回塔内（塔顶全回

流）。

经过上述气、液分离和石脑油的汽提（蒸储）两步操作,

石脑油中的绝大部分H2s被脱除，合格的预脱硫石脑油贮存

于中间贮罐中（T1101）。

4.1.1.2终脱硫部分或干气脱硫部分

合格的预脱硫石脑油经过第二次加氢转化，有机硫全部

转化为H2S,H2s脱除采用化学吸收法，以固体ZnO作吸

收剂，在一定温度、压力下，发生下列吸收反应：

ZnO+H2S=ZnS+H2O

上述反应进行得很快、很彻底，在一定的工艺条件下(温

度约200〜500℃),这一反应可看作一个向右进行的不可逆过

程，平衡常数很大，H2s的平衡浓度极低。

ZnO吸收剂还可以直接吸收一些反应性的有机硫，如简

单的硫醇、硫氧化碳、二硫化碳等，或者先加氢转化，再被

ZnO吸收,如：

RSH+ZnO=ZnS+ROH

上述反应也可能生成ZnS、烯煌和H2O,例如：

C2HsSH+ZnO=ZnS+C2H4+H2O

下列反应也可能发生：

ZnO+COS=ZnS+CO2

2ZnO+CS2=2ZnS+CO2

但ZnO对非反应性有机硫，如睡吩及其衍生物则无直接

吸收能力。

4.1.2影响因素和工艺条件的选择

4.1.2.1物理汽提部分

影响汽提塔C1101操作的主要因素是再沸器的热负荷、

操作压力等等。

汽提塔的操作压力和温度，主要取决于石脑油的组成，

当石脑油的轻组分增加，为了控制塔顶储分的流量和回流

量，操作压力应控制稍高一些，塔顶操作压力一般给定

0.6MPa(113PIC063),操作温度和操作压力以及石脑油的组

成相对应，因采用全回流蒸储，操作温度不加控制，而随塔

底再沸器热负荷和操作压力的变化而变化，一般不超过

130℃,温度过高将使塔顶冷却器（E1104）超负荷，增加石

脑油轻组分的排放损耗。

塔底再沸器（E1105）的热负荷是汽提塔操作控制的关

键，它由加热蒸汽流量（113FIC053）调控。当进料石脑油

流量稳定时，热负荷过大，则将使塔顶操作温度和压力增高,

塔顶微份增加，塔顶冷凝器、回流泵、石脑油的排放损耗将

随之增加，将破坏系统的稳定。热负荷过低，则石脑油中的

H2s的解吸不充分，塔底排出石脑油的硫含量超指标，甚至

使再沸器和塔底液盘停止热虹吸循环，脱硫效率急剧降低。

满负荷时再沸器的蒸汽流量约为3.0〜3.5t/h。

另外，塔顶储份管道和冷却、分离设备的防腐也是操作

职责之一，应连续、定量地向塔顶储份管道中加缓蚀剂。

4.1.2.2ZnO吸收部分

ZnO吸收H2S的反应在200c〜500℃的温度范围内，其

平衡常数都很大，即该反应进行得很快、很彻底，的平

H2S

衡浓度很低。但某些因素如温度、水汽浓度、压力、空速等

对该反应仍存在明显影响。

这些因素对吸收反应的影响，集中反映在它们对ZnO硫

容的影响上。什么叫ZnO脱硫剂的硫容？硫容是ZnO脱硫

剂脱硫能力的一种性能和量度，它是这样定义的：在满足脱

硫要求的使用期内，每100公斤ZnO脱硫剂所能吸收的硫的

重量，常以重量百分数来表示。

ZnO的脱硫速度相当快，因此，在ZnO脱硫床层内，吸

收反应是逐层进行的，即开始是在床层上部逐步达到饱和，

然后逐步向下平移，当吸收层接近出口时，为防止硫化物大

量漏出脱硫槽，床层下部尚未达到饱和时即应更换，因此，

床层下部ZnO不能达到完全饱和，即下部的硫容小于上部，

实际上，ZnO床层不同部位上的硫容大小是不相同的。作为

脱硫剂的性能指标的硫容，实际上是指床层的平均硫容，而

并非脱硫剂本征性能上的硫容，即化学性能指标的理论硫

容，实际平均硫容总是小于理论硫容。

不同牌号ZnO脱硫剂的硫容大小不同，这不仅与其ZnO

的含量有关（百分之百ZnO组成的脱硫剂的硫容为32%,这

是理论最大硫容），还与ZnO的制造工艺和性能有关，例如

ZnO颗粒的空隙率大，则硫容一般较大；ZnO的机械强度也

是影响其硫容的重要因素，强度大，床层高度可增大，则平

均硫容可提高，强度大，则不易破碎，不仅可降低阻力，也

可增大硫容。所有牌号的ZnO脱硫剂，都不能和液态水接触,

否则其强度会急剧降低。

上面叙述的是ZnO脱硫剂的本征性能和宏观因素对硫

容的影响，而作为外部因素的工艺条件也是影响其硫容的重

要因素。

4.1.2.2.1水汽浓度

从化学反应式可知，反应体系中水蒸汽浓度增加，将不

利于ZnO吸收H2s的反应平衡，即H2s的残余浓度将随水

蒸汽浓度的增大而增大。更重要的是，水汽浓度的增加，将

明显降低ZnO脱硫剂的硫容。这种影响可从两种情况下ZnO

硫容的对比得以证明，同一牌号的ZnO吸收剂，当其处于正

常工艺条件下的脱硫系统中，其硫容都较大，一般约为20%

左右，但当其作为低温变换催化剂的保护剂而置于低变炉的

入口端时，其硫容急剧降低，一般仅为2-3%；其主要原因

就是低变工艺气中的水汽浓度远高于脱硫系统的工艺气体。

因此，尽量降低ZnO床层入口气体的水汽浓度，是提高ZnO

硫容和使用寿命的重要因素之一，有效措施是减少石脑油中

的水含量和加氢气体的水汽浓度。

4.L222温度

从化学反应看虽然ZnO吸收H2S是一个放热反应，当由

于平衡常数很大，所以温度对平衡的影响并不显著，但提高

温度可明显提高反应速度。因此，吸收反应通常在较高温度

下进行，常用的各种牌号的ZnO脱硫剂的使用温度范围约为

300℃-400℃o温度对ZnO硫容有明显的影响，提高温度可

增大ZnO脱硫剂的硫容；当ZnO脱硫剂使用至后期时，适

当提高操作温度，可延长其使用寿命。

4.1.2.2.3压力

提高操作压力，可增加ZnO的吸收速度，并能充分利用

ZnO的颗粒表面，提高其硫容，延长其使用寿命。

4.L224空速

降低空速，即降低气体的线速度，可提高ZnO的硫容和

利用率，当然，过低的空速使生产能力和生产强度降低，也

是很不经济的。本系统的ZnO设计用量有足够的裕度，适当

增加生产强度，即增大系统负荷是可以接受的。

4.2炼厂干气脱硫

原料炼厂气中含有烯烧(4〜25X10-2)及硫(20〜150

X10-6),为避免一段转化炉催化剂因烯烽超高而结炭，在脱

硫前需要先将炼厂气中的烯煌加氢饱和成烷燃。

421炼厂干气烯烽饱和

本装置烯燃脱除采用等温一一绝热工艺，当原料烯燃含

量大于5%时投用等温反应器，在炼厂气等温反应器装有西

北化工研究院开发生产的JT-4B加氢催化剂，在炼厂气绝热

反应器装有西北化工研究院开发生产的JT-1G加氢催化剂，

在等温反应器和绝热反应器上部主要是进行烯燃饱和反应：

C2H4+H2-C2H6+Q

C3H6+H2-C3H8+Q

C4H8+H2->C4H1O+Q

C5H10+H2-C5H12+Q

烯煌加氢是剧烈的放热反应。在绝热反应器中,每饱和1X10

-2烯煌所产生的绝热温升约为20—25℃。而炼厂气的组成决

定了操作温度最高不应超过400C,否则，碳氢化合物将裂

解结炭，催化剂活性下降。为了控制加氢反应器的床层温度

及出口温度，一是控制反应器入口温度在230〜280C,二是

控制加氢反应器入口的烯煌含量。

4.2.2有机硫加氢转化脱硫

在